一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法
阅读：1026发布：2020-08-20
专利汇可以提供一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 公开了一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳 烃 的方法，该方法包括：(1)在2～5.0MPa、临氢的催化裂化反应条件下，将所述催化裂化柴油与催化剂 接触 反应，生产气固混合物；(2)分离所述气固混合物以获得产品油气与待生剂；(3)将所述产品油气进一步分离为 裂解气 、 汽油 馏分和柴油馏分，并以所述汽油馏分为原料生产轻质芳烃；其中，所述接触反应在 流化床 反应器中进行本发明提供的方法能够利用催化裂化柴油生产轻质芳烃，同时副产高 辛烷值 汽油馏分，高 十六烷值 的柴油。，下面是一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法专利的具体信息内容。
1.一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法，其特征在于，所述方法包括：
(1)在2～5MPa、临氢的催化裂化反应条件下，将所述催化裂化柴油与催化剂接触反应，生产气固混合物；
(2)分离所述气固混合物以获得产品油气与待生剂；
(3)将所述产品油气进一步分离为裂解气、汽油馏分和柴油馏分，并以所述汽油馏分为原料生产轻质芳烃；
其中，所述接触反应在流化床反应器中进行。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化反应条件包括：反应温度为320～
500℃、优选为350～450℃；反应压力为2～5.0MPa、优选为2.5～4.0MPa；供氢体与催化裂化柴油的摩尔比为0.1～3，优选0.2～2；重时体积空速为1～8h-1，优选为1～6h-1。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂以其总质量为基准包括：8～45重量％的分子筛，以金属氧化物计10～40重量％的加氢活性组分，30～60重量％的耐热无机氧化物载体。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，
所述分子筛为选自Y型分子筛、USY型沸石、β沸石、ZSM-5、SAPO分子筛和MCM-41介孔分子筛中的一种或几种，优选为Y型分子筛和/或β沸石；和/或
所述加氢活性组分中金属元素选自Co、Ni、Mo和W中一种或几种；和/或
所述耐热无机氧化物载体为选自粘土、氧化硅、氧化铝、氧化钛和无定形硅酸铝中的一种或几种，优选为氧化硅、氧化钛和氧化铝中的一种或几种。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂的表面积不小于190m2/g，优选所述催化剂的孔体积为0.3～0.4mL/g。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂的体积平均粒度为50μm～80μm。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂化柴油为石油加工过程的中间产物，其馏程为180～350℃、优选200～320℃馏程的馏分；优选所述催化裂化柴油中芳烃含量为
80～95重量％，单环和双环芳烃总含量为60～86重量％。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述接触反应过程中引入供氢体，优选所述供氢体为含氢气体，更优选所述含氢气体中氢气的体积含量≥70％。
9.根据权利要求1至8中任意一项所述的方法，其中，所述方法还包括：在0.1～1MPa、临氧的再生条件下，将所述待生剂进行再生处理以生成再生剂，并将所述再生剂引入至所述接触反应中作为催化剂使用，其中所述再生处理在流化床再生器中进行。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述再生条件包括：再生温度为400～800℃，优选480～650℃；再生压力0.1～1.0MPa，优选0.1～0.5MPa。
一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法
技术领域
[0001] 本发明属于石油炼制领域，涉及一种催化裂化柴油的加工方法，更具体地，涉及一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法。
背景技术
[0002] 催化裂化技术是重油轻质化的重要手段。由于催化裂化主要对原料中的链烷烃和环烷烃进行裂化，对芳烃的裂化能力较弱，因此在催化裂化柴油中通常富集了大量芳烃。催化裂化柴油的硫、氮和芳烃含量高，十六烷值低，发动机点火性能差，属于劣质的柴油调合组分。由于我国对汽油需求大于柴油，使得炼厂改造催化裂化装置来最大化获得汽油，导致3
催化裂化柴油的质量更加恶化。个别炼厂所生产的催柴密度超过0.95g/cm ，芳烃含量超过
80％，十六烷值小于20。
催化裂化柴油的质量更加恶化。个别炼厂所生产的催柴密度超过0.95g/cm ，芳烃含量超过
80％，十六烷值小于20。
[0003] 随着原油重质化、劣质化加剧，催化裂化柴油品质愈加变差。另外随着经济增长形势的不好，市场对柴油的需求日益减少，造成炼厂柴油产量过剩。为减少炼厂柴油的柴油，炼厂催化裂化装置逐渐降低柴汽比(即柴油与汽油的比例)，柴汽比由早期的1.5左右逐步降低到现在的1.1，有的炼厂甚至更低。另外，随着环保法规的要求日益严格，也给柴油质量升级带来了严峻挑战。
[0004] 催化裂化柴油馏程为180～350℃，碳数分布在12～25范围内，化学组成包括芳烃、环烷烃、链烷烃及有机硫氮化合物。柴油馏分的质量随加工方法的不同而异，而且受原料组成的影响。柴油馏分中，链烷烃的十六烷值最高，环烷烃次之，芳香烃的十六烷值最低。如何提高催化裂化柴油的利用，是炼厂普遍关心的问题。
[0005] 针对劣质柴油馏分，传统的加工改质方法为加氢精制、加氢改质和加氢裂化。加氢精制只对多环芳烃进行加氢饱和而没有发生开环，所得烃类的十六烷值较低，只能脱除原料中的硫、氮等杂质，对柴油馏分的十六烷值提高不大，一般只有几个单位，精制产物仍不能满足柴油标准，而且这种方法反应压力较高，10MPa以上，存在投资大，操作费用高的问题。加氢改质则改变柴油馏分分子结构，提高了十六烷值10-15个单位，但对于劣质柴油馏分，仍无法达到柴油质量标准。加氢裂化压力较低4-8MPa，可将柴油中部分芳烃转化为石脑油组分降低柴油芳烃含量，脱除柴油中大部分杂质，提高柴油的十六烷值。另外，采用常规加氢裂化工艺进行柴油馏分的掺炼，虽然可以解决劣质柴油的加工问题，但是掺炼比例及总体加工量不高，难以满足各大炼厂日益增长的催化裂化柴油的加工问题。
[0006] CN1955258A和CN1955263A公开了劣质催化裂化柴油与加氢裂化原料进行组合加工的方法，通过不同工艺的优化组合，可以有效的处理劣质催化裂化柴油，生产高质量的化工原料。虽然具有一定的优势，但是生产灵活性较差，难以应对市场需求的变化。
[0007] CN104560164B公开了利用柴油馏分生产高辛烷值汽油组分或BTX的方法。该方法将劣质柴油与富氢气体混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触、反应，加氢精制反应区的反应流出物不经任何中间分离设施进入加氢改质反应区，依次与第一加氢改质催化剂、第二加氢改质催化剂接触反应，加氢改质反应区流出物经冷却、分离后得到富氢气体和液体产物。采用本发明提供的方法，以劣质柴油馏分为原料，可生产高辛烷值汽油，且高辛烷值汽油馏分中BTX的含量可达40％以上。
[0008] CN101724454A公开了一种生产高辛烷值汽油的加氢裂化方法。原料油与氢气混合后进入第一反应器进行脱杂质反应；反应流出物进入第二反应器进行加氢裂化反应；加氢裂化使用适宜的催化剂，并在一定氮含量下操作。与现有技术相比，该方法具有可以加工更加劣质的原料、催化剂运转周期长和加氢裂化产品质量好等特点。本发明方法主要用于以各种高芳烃含量柴油馏分为原料,生产高辛烷值汽油的加氢裂化工艺过程。
[0009] 通常，柴油馏分采用固定床进行加氢裂化之前，需要加氢精制脱除馏分中氮硫杂质，以防加氢催化剂中毒失活。为防止催化剂结焦失活，与FCC相比，加氢精制及加氢裂化均采取较低的反应温度，反应深度较浅。由于柴油馏分富含单环、双环芳环芳烃，这部分芳烃易于供氢，在催化剂酸性中心发生氢转移，进行催化裂化反应，最终导致焦炭的生成。为防止焦炭的生成，可提高氢气和原料油的比例以增加氢分压，这不仅有利于加氢反应，还能够抑制积炭的生成，但为此要以增加动力消耗和操作费用为代价。另外，随着催化剂活性的下降，需要提高反应温度来补偿催化剂活性损失，在催化剂活性降低到一定程度后提高反应温度则难以满足反应要求时，由于固定床加氢裂化无法及时现场换剂或进行催化剂再生复活，就需要停止装置操作，装置操作周期收到限制。
发明内容
[0010] 本发明要解决的技术问题是在现有技术的基础上，提供一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法，以实现对催化裂化柴油的综合利用。
[0011] 为此，在本发明中提供了一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法，该方法包括：(1)在2～5.0MPa、临氢的催化裂化反应条件下，将所述催化裂化柴油与催化剂接触反应，生产气固混合物；(2)分离所述气固混合物以获得产品油气与待生剂；(3)将所述产品油气进一步分离为裂解气、汽油馏分和柴油馏分，并以所述汽油馏分为原料生产轻质芳烃；其中，所述接触反应在流化床反应器中进行。
[0012] 应用本发明提供的以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法，可以将柴油馏分中双环和三环芳烃饱和、开环为单环烃成为轻质芳烃，同时降低了柴油馏分中低十六烷值的双环、三环芳烃含量，同时副产高辛烷值汽油和高十六烷值的柴油。此外，与固定床的加氢裂化装置相比，在本发明中通过采用流化床反应器可以及时将失活的催化剂进行实时再生，延长装置运转周期，同时还有利于降低操作压力、提高空速，进而可以降低设备投资。附图说明
[0013] 图1示出了根据本发明以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的装置的流程图示意图。
[0014] 其中：1进料管线，2流化床反应器，3反应器产物出料管线，4反应器固体出料管线，5反应器接收器，6反应器接收器固体出料管线，7再生器进料罐，8再生器进料罐固体出料管线，9再生器进料罐出气管线，10流化床再生器，11再生器出气管线，12再生器进气管线，13再生器连接再生器接收器的输送管线，14再生器接收器，15再生器接收器出气管线，16再生器接收器固体出料管线，17反应器进料罐，18反应器进料罐固体出料管线，19反应器进料罐气体出料管线。
具体实施方式
[0015] 在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
[0016] 在本发明中术语“待生剂”是指待生催化剂，其是指在催化剂与原料油发生反应后失活的催化剂，即准备再生的催化剂；术语“再生剂”是指再生催化剂，其是指将失活的催化剂经过再生处理，使其恢复活性后的催化剂。
[0017] 在本发明中术语“轻质芳烃”是指分子量相对较轻的芳烃，在本发明中轻质芳烃主要包括苯、甲苯、二甲苯。
[0018] 在本发明中提供了一种以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法，其特征在于，所述方法包括：(1)在2～5.0MPa、临氢的催化裂化反应条件下，将所述催化裂化柴油与催化剂接触反应，生产气固混合物；(2)分离所述气固混合物以获得产品油气与待生剂；(3)将所述产品油气进一步分离为裂解气、汽油馏分和柴油馏分，并以所述汽油馏分为原料生产轻质芳烃；其中，所述接触反应在流化床反应器中进行。
[0019] 本发明提供的方法中，通过在流化床反应器中进行接触反应，并保证压力的情况下，催化裂化反应条件可以在相对较宽的范围内进行选择，优选情况下，所述催化裂化反应条件包括：反应温度为320～500℃、优选为350～450℃；反应压力为2～5.0MPa、优选为2.5～4.0MPa；供氢体与催化裂化柴油的摩尔比为0.1～3，优选0.2～2；重时体积空速为1～8h-1，优选为1～6h-1。
[0020] 本发明提供的方法中，其中所述催化剂可以在较宽的范围内进行选择，在本发明中优选所述催化剂以其总质量为基准包括：8～45重量％的分子筛，以金属氧化物计10～40重量％的加氢活性组分，30～60重量％的耐热无机氧化物载体。
[0022] 优选情况下，其中分子筛选自Y型分子筛、USY型沸石、β沸石、ZSM-5、SAPO分子筛和MCM-41介孔分子筛中的一种或几种；优选Y型分子筛和/或β沸石。
[0023] 优选情况下，其中加氢活性组分为金属氧化物，在该加氢活性组分中金属元素选自Co、Ni、Mo和W中一种或几种；
[0024] 本发明提供的方法中，所述催化剂的表面积优选不小于190m2/g，优选所述催化剂的孔体积为0.3～0.4mL/g，优选所述催化剂的平均孔径11～50nm。
[0025] 本发明提供的方法中，所述催化剂的粒度可以为常规选择，以能够实现流动为准。一般地，所述具有催化剂作用的催化剂的粒度可以为20μm～150μm。优选地，所述的催化剂的粒度为50μm～80μm，其中催化剂的粒度为体积平均粒度，可以采用激光粒度分析仪测定。
[0026] 本发明提供的方法中，所述催化剂制备方法为本领域常规方法，没有特别要求。可以将耐热无机氧化物载体、分子筛及粘结剂混合打浆，经喷雾造粒后焙烧，再用加氢活性组元金属盐溶液浸渍后干燥、焙烧、还原制得催化剂。
[0027] 本发明提供的方法中，所述的催化裂化柴油为(FCC装置)石油加工过程的中间产物，其馏程为180～350℃、优选200～320℃馏程的馏分。优选所述催化裂化柴油中环烷烃和芳烃含量为10～95wt％、更优选80～95wt％。其中，所述的催化裂化柴油中单环和双环芳烃含量为30～86wt％，优选60～86wt％。
[0028] 本发明提供的方法中，在所述接触反应过程中引入供氢体(例如氢气、氢气与非反应气体的混合物，或者含氢有机物，其中所述非反应气体选自例如氮气、氦气、氖气和氩气中的一种或几种)，优选所述供氢体为含氢气体，更优选所述含氢气体中氢气的体积含量≥70％。
[0029] 本发明提供的方法中还包括：在0.1～1MPa、临氧的再生条件下，将所述待生剂进行再生处理以生成再生剂，并将所述再生剂引入至所述接触反应中作为催化剂使用，其中所述再生处理在流化床再生器中进行。
[0030] 本发明提供的方法中，再生条件可以在较宽的范围内进行选择，再生条件如下：再生温度为400～800℃，优选480～650℃；再生压力0.1～1.0MPa，优选0.1～0.5MPa。
[0031] 本发明提供的方法中，在再生处理过程中引入再生气体，优选所述再生气体为含氧气体，选自氧气、空气、氧气与非反应气体(例如氮气、氦气、氖气和氩气中的一种或几种)的混合物、空气与非反应气体(例如氮气、氦气、氖气和氩气中的一种或几种)的混合物中的一种。
[0032] 本发明提供的方法中，所述催化裂化柴油在进入反应器之前要进行预热，预热过程可采用至少一级预热，预热最终温度为100～500℃、优选为150～450℃。
[0033] 本发明提供的方法中，重点之一在于所述接触反应在流化床反应器中进行，所述再生处理在流化床再生器中进行，为了实现催化剂的反应-再生-反应的应用要求，来自反应器的待生剂在进入再生器之前需要经过氮气进行汽提出催化剂夹带的油气，汽提后的催化剂进入缓冲罐进行减压后进入再生器进行再生。再生后恢复活性的再生剂由再生器进入反应器之前需要经过氮气进行汽提出催化剂夹带的氧气，汽提后的催化剂进入缓冲罐进行升压后进入反应器。为此，在反应器与再生器之间需要设置压力变换系统，所述压力变换系统包括用于催化剂由反应器到再生器进行汽提脱除失活剂夹带油气及降压变化为氮气气氛的设备和催化剂由再生器到反应器进行汽提脱除再生剂夹带烟气及升压变化为临氢气氛的设备。
[0034] 为了适应于本发明以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法，在本发明中还提供了一种相应的生产轻质芳烃的装置。如图1所示，该反应装置包括流化床反应器2，流化床再生器10，反应器接收器5，再生器进料罐7，再生器接收器14和反应器进料罐17。再生器进料罐7和反应器进料罐17的进出管线设有各种控制阀(图中未画)，作为将反应-再生系统隔离的缓冲罐。预热后的烃类与氢气混合气体经进料管线1从流化床反应器2底部进入，与反应器内催化剂相接触，在催化裂化条件下发生反应。在催化剂的作用，原料中含硫烃分子加氢脱除硫原子，生成烃分子和硫化氢。含氮烃分子在发生加氢反应脱除氮元素的同时与催化剂上酸性位发生反应，造成部分催化剂的酸性位减少。原料中多环芳烃发生加氢饱和后开环生成轻质芳烃(BTX)；单环芳烃是先断侧链,然后再异构化；双环和三环芳烃饱和、开环为单环烃成为高辛烷值汽油馏分，可降低原料馏分中双环、三环芳烃的含量提高柴油产物的十六烷值。
[0035] 再生后的催化剂在流化床反应器2上部进入床层向下流动，与上升的产物气体流化氢发生反应实现催化剂的硫化。
[0036] 反应后的油气经流化床反应器2顶部的气固分离器进行油剂分离，分离后的油气经反应器产物出料管线3送往后续的产品分离系统。随着反应的进行，逐渐失活的待生催化剂移出反应器，经反应器固体出料管线4送往反应器接收器5，待生催化剂夹带的油气在反应器接收器5中经汽提后依次经反应器接收器固体出料管线6送往再生器进料罐7。再生器进料罐7起到缓冲罐的作用，在再生器进料罐7通过氮气置换后从高压临氢环境转变为低压非活性气氛，置换气经再生器进料罐出气管线9送往燃烧炉烧掉。待生催化剂则依次经再生器进料罐固体出料管线8输送至流化床再生器10进行再生。
[0037] 由于要限制催化剂的再生速率，向再生器通入O2和N2混合物或者空气，通过控制进氧量来控制催化剂的再生速率，以防催化剂再生太快造成催化剂不可逆失活。含氧气体通过再生器进气管线12从再生器底部进入到流化床再生器10中，待生催化剂在流化床再生器10中与含氧气体并流接触进行氧化反应，脱除催化剂上的至少部分碳、硫、氮元素，再生烟气在再生器顶部与再生催化剂分离后经再生器出气管线11输送至后续尾气处理系统。再生后的催化剂从再生器经再生器连接再生器接收器的输送管线13输送到再生器接收器14中进行汽提掉催化剂夹带的氧气，汽提后的再生剂经再生器接收器固体出料管线16输送至反应器进料罐17，反应器进料罐17起到缓冲罐的作用，一定量的再生剂进入反应器进料罐17后通入氮气升压为高压环境，然后改为进氢气，将低压临氧气氛变为高压临氢气氛。反应器进料罐17的再生剂再经经反应器进料罐固体出料管线18输送至流化床反应器2，实现催化剂的循环利用。反应器进料罐17在催化剂待生剂和再生剂的输送过程中处于间歇式周期操作过程，进出反应器进料罐17的催化剂管线均具有阀门，用于反应器进料罐17升降压过程中管道的密闭。
[0038] 下面结合实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
[0039] 如下实施例和对比例中的硫含量通过离线色谱分析方法，采用安捷仑公司的GC6890-SCD仪器进行测定。汽油辛烷值(研究法辛烷值RON)采用GB/T 5487-1995测出。采用气相色谱法(SH/T 0693-2000)测定汽油中轻质芳烃含量、采用SH T0657-2007方法柴油氮含量。采用GB T 386-2010方法测定柴油十六烷值。
[0040] 如下实施例和对比例中的催化裂化柴油原料取自中国石油化工股份有限公司石家庄炼油厂，性质见表1。
[0041] 表1.
[0042] 催化裂化柴油原料
密度/kg.m-3 940
馏程/℃
初馏点 182
50％ 240
终馏点 320
硫含量/wt％ 0.75
氮含量/μg.g-1 520
环烷烃量/wt％ 3.4
总芳烃含量/wt％ 88
单环和双环芳烃含量/wt％ 78
柴油十六烷值 20
密度/kg.m-3 940
馏程/℃
初馏点 182
50％ 240
终馏点 320
硫含量/wt％ 0.75
氮含量/μg.g-1 520
环烷烃量/wt％ 3.4
总芳烃含量/wt％ 88
单环和双环芳烃含量/wt％ 78
柴油十六烷值 20
[0043] 从表1可以看出，该催化裂化柴油原料中总芳烃高达88％，其中单环和双环芳烃为78％，原料硫含量为0.75μg.g-1，氮含量为520μg.g-1，柴油十六烷值为20，为劣质催化裂化柴油。
[0044] 如下实施例中催化剂制备方法如下：
[0045] 制备例1
[0046] 将作为载体组分的2.9kg拟薄水铝石(山东铝厂生产，Al2O3含量为62.0wt％)、6.2kg硅溶胶(含SiO2 26wt％)、2.25kgY型分子筛和0.1kg水混合打浆，加入200g盐酸(浓度
36wt％，北京北化精细化学品有限公司，化学纯试剂)，将所得胶体喷雾干燥成型为平均粒径75微米大小的颗粒，采用45wt％硝酸镍溶液23.7kg喷雾到所制备的颗粒表面进行浸渍，经过浸渍的颗粒进行180℃干燥一段时间，再进行600℃高温焙烧3h后，得到微球状催化剂Cat1。其组成参见表2。
36wt％，北京北化精细化学品有限公司，化学纯试剂)，将所得胶体喷雾干燥成型为平均粒径75微米大小的颗粒，采用45wt％硝酸镍溶液23.7kg喷雾到所制备的颗粒表面进行浸渍，经过浸渍的颗粒进行180℃干燥一段时间，再进行600℃高温焙烧3h后，得到微球状催化剂Cat1。其组成参见表2。
[0047] 制备例2
[0048] 将作为载体组分的5.4kg拟薄水铝石、6.3kg硅溶胶，0.9kg Y型分子筛和0.4kg水混合打浆，加入300g盐酸，将所得胶体喷雾干燥成型为平均粒径70微米大小的颗粒，采用45wt％硝酸镍溶液6.4kg喷雾到所制备的颗粒表面进行浸渍，经过浸渍的颗粒进行180℃干燥1h，再用含WO3浓度61.5wt％的偏钨酸铵溶液4.9kg对颗粒进行固体浸渍，浸渍后的颗粒进行180℃干燥1h，然后再进行600℃高温焙烧3h后，得到微球状催化剂Cat2。其组成参见表
2。
2。
[0049] 制备例3
[0050] 将作为载体组分的4.2kg拟薄水铝石、5.7kg硅溶胶，1.81kgβ分子筛和1.4kg水混合打浆，加入300g盐酸，将所得胶体喷雾干燥成型为平均粒径50微米大小的颗粒，采用50wt％钼酸铵溶液8.96kg喷雾到所制备的颗粒表面进行浸渍，经过浸渍的颗粒进行180℃干燥2h，再用含56wt％硝酸钴溶液1.6kg对颗粒进行固体浸渍，浸渍后的颗粒进行180℃干燥2h，然后再进行700℃高温焙烧3h后，得到微球状催化剂Cat3。其组成参见表2。
[0051] 制备例4
[0052] 将作为载体组分的6kg拟薄水铝石、2.8kg硅溶胶，4.2kgβ分子筛和6.1kg水混合打浆，加入200g盐酸，将所得胶体喷雾干燥成型为平均粒径80微米大小的颗粒，采用50wt％钼酸铵溶液3.7kg喷雾到所制备的颗粒表面进行浸渍，经过浸渍的颗粒进行180℃干燥2h，然后再进行700℃高温焙烧3h后，得到微球状催化剂Cat4。其组成参见表2。
[0053] 表2.
[0054] CAT1 CAT2 CAT3 CAT4
MoO3/wt％ 32.9 13.6
WO3/wt％ 30.1
Co2O3/wt％ 8.1
NiO/wt％ 43.5 11.7
分子筛类型及组成 Y，22.5wt％ Y，8.6wt％ β，18.1wt％ β，42.0wt％SiO2/wt％ 16.0 16.3 14.8 7.4
Al2O3/wt％ 18.0 33.3 26.1 37.0
平均粒度/μm 75 70 50 80
催化剂的表面积m2/g 190 220 210 230
孔体积/(mL/g) 0.3 0.4 0.55 0.6
MoO3/wt％ 32.9 13.6
WO3/wt％ 30.1
Co2O3/wt％ 8.1
NiO/wt％ 43.5 11.7
分子筛类型及组成 Y，22.5wt％ Y，8.6wt％ β，18.1wt％ β，42.0wt％SiO2/wt％ 16.0 16.3 14.8 7.4
Al2O3/wt％ 18.0 33.3 26.1 37.0
平均粒度/μm 75 70 50 80
催化剂的表面积m2/g 190 220 210 230
孔体积/(mL/g) 0.3 0.4 0.55 0.6
[0055] 实施例1
[0056] 用于说明本发明以催化裂化柴油为原料生产轻质芳烃的方法的有益效果。
[0057] 采用处理量为3kg/h的中型流化床装置进行试验，装置流程如图1所示。所采用的催化剂为CAT1，其组成见表2。预热后(温度为300℃)的催化裂化柴油原料(性质与组成如表1所示)和供氢体(70体积％氢气和30体积％氮气的混合物)经管线进入流化床反应器参与反应(反应条件如表3所示)，分离反应产生的气固混合物以获得产品油气与待生剂，其中将产品油气进入后续的分离系统进一步分离为裂解气、汽油馏分和柴油馏分，并以所述汽油馏分为原料生产轻质芳烃，待生剂返回至流化床再生器(再生条件如表3所示)，再生后形成的再生剂返回至流化床反应器作为催化剂使用。试验进行500h后，催化剂活性没有发生变化，反应结果见表3。
[0058] 实施例2
[0059] 采用实施例1中的方法，催化剂为CAT2，其组成见表2，反应条件和再生条件如表3所示。试验进行500h后，催化剂活性没有发生变化，反应结果见表3。
[0060] 实施例3
[0061] 采用实施例1中的方法，催化剂为CAT3，其组成见表2，反应条件和再生条件如表3所示。试验进行500h后，催化剂活性没有发生变化，反应结果见表3。
[0062] 实施例4
[0063] 采用实施例1中的方法，催化剂为CAT3，其组成见表2，反应条件和再生条件如表3所示。试验进行500h后，催化剂活性没有发生变化，反应结果见表3。
[0064] 实施例5
[0065] 采用实施例1中的方法，改变反应条件，见表3，其它条件不变。试验进行500h后，催化剂活性没有发生变化，反应结果见表3。
[0066] 实施例6
[0067] 采用实施例1中的方法，改变反应条件，见表3，其它条件不变。试验进行500h后，催化剂活性没有发生变化，反应结果见表3。
[0068] 对比例
[0069] 采用处理量为3kg/h的加氢裂化固定床装置进行试验。固定床反应器内装有中国石化催化剂有限公司生产的加氢裂化预处理催化剂FF-36和加氢催化剂FC-24，二者比例为1：4。催化剂预热后的原料油和氢气的混和物经管线从反应器上部进入下部流出，反应后油气进入后续的油气分离系统。试验进行500h后，催化剂活性开始逐渐下降。反应条件及反应结果见表3。
[0070] 表3.
[0071]
[0072] 由表3的数据可以看出，本发明提供的方法处理催化裂化柴油，可以有效降低柴油中硫含量、并在提高柴油十六烷值的同时制取高辛烷值汽油。与传统加氢裂化相比，本发明可降低氢气和柴油的比例和操作压力，降低了操作能耗；采用的催化剂能够及时再生维持催化剂的活性不发生变化，可提高反应深度，延长装置操作周期。
[0073] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0074] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
[0075] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
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